化工原理课程设计二效降膜蒸发器

1、 题 目 学 院 专 业 班 级 姓 学 号 指导老师 设计时间： 目录第一章 设计任务.2设计题目.2设计条件2 1.3设计内容.3第二章 设计方案简介.3第三章 设计工艺的计算.33.1估算各效蒸发水量和完成液浓度.4估算各效溶液沸点和有效温度差.4 3.2.1各效由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失.5 3.2.2各效由于溶液静压强引起的温度差损失.5 3.2.3由于管路阻力引起的温度差损失.6 3.2.4各效溶液的沸点和总有效温度差.6 3.3加热蒸汽的消耗量和各效蒸发水量初步计算.6 3.4估算蒸发器的传热面积.7 .7 3.6 校核计算.7 3.6.1计算各效溶液沸点.8 3.6.2

2、计算各效蒸发水量.8 3.6.3计算蒸发器的传热面积.9 3.7计算结果列表.10第四章 蒸发器工艺尺寸的设计.104.1加热管的选择和管数的确定.11 4.2加热室的直径的确定.11 4.3分离室的直径与高度的确定.13接管尺寸的确定.14 4.4.1溶液进出口管内径的确定.14 4.4.2蒸汽进出口管内径的确定.14 4.4.3冷凝水出口管内径的确定.15 4.5人孔的选择.15第五章 蒸发装置的辅助设备.15气液分离器.16蒸汽冷凝器.16 5.2.1冷却水出口管内径的确定.16 5.2.2冷凝器内径的确定.16 5.2.3淋水板数的确定.17第六章 工艺汇总表.17工艺流程图.18工艺

3、数据汇总.18第七章 设计评价和总结.19第八章 参考文献.19各符号意义 L-加热管长度，m -流体的体积流量 m3/s U-流体的适宜流速 m/s -二次蒸汽的管径. mm -除沫器外管的直径.mm H-除沫器的总高度. mm h-除沫器内管顶部与器顶的距离，m 第一章 设计任务双效并流降膜式果汁浓缩已知条件：进料量F=18000kg/h 初浓度=11% 终浓度=46% kJ/kg· =850 kJ/kg· 原料汁允许最高温度 75 冷凝液均在饱和温度下排出假设条件：第一效加热蒸汽压强Po=40kPa(绝压) 末效二次蒸汽蒸汽压强=9kPa(绝压)设计内容1.选定并说明

4、设计方案，对浓缩装置流程，操作条件，主要设备形式及材质的选取等进行论述。2.进行工艺计算，由物料衡算，热量衡算计算并确定蒸发量和传热面积。3.对蒸发器的主要工艺尺寸进行设计，确定蒸发起的直径，长度，管心距，管数和排列方式，蒸发器及接管直径等。4.对预热器，气液分离器器，冷凝器等辅助设备的主要工艺尺寸进行计算和设备型号规格选定。5.绘制蒸发流程图和蒸发器结构总图一张。6.对本设计进行评价。第2章 设计方案简介化工原理课程设计要求我们综合运用化工原理、化工设备机械基础、化工仪表自动化等课程及有关先修课程所学知识，完成以化工单元操作为主的一次工程设计，主要内容包括化工工艺设计和化工设备结构设计。从而

5、对我们进行一次设计技能的基本训练，培养学生综合运用所学的书本知识解决实际问题的能力。本设计是首先根据设计条件的要求选定加热蒸汽的温度，从而反推溶液的温度，通过查阅相关的蒸汽、液体性能表，得出所需的料液的性能参数，然后逐步计算出所需加热面积、管数，通过画图确定蒸发室的直径、最后根据计算出的相关数据，选择合适的蒸发器的辅助设备，并将所选用的各设备的相关参数进行汇总。通过课程设计，要求能够综合运用本课程和前修课程的基本知识进行融会贯通，并在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽的压强（或温度），冷凝器的操作压强（或温度）的确定，正确

6、选择蒸发的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。本课程设计是双效并流设计。第三章 设计工艺的计算多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：每小时处理原料液的量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有：每小时的蒸发量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。(1)根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。(2)根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。(4)根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发

7、量和传热量。(5)根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，和浓度总蒸发水量 W=F（1-X0/X2）=18000*(1-0.11/0.46)=13696kg/h假设各效蒸发量成如下比列： W1：W2而在蒸发过程中，总蒸发水量为各效蒸发水量之和： W=W1+W2 解得各效蒸发器蒸发水量分别为： W1=6521.9 kg/h 则相应各效溶液的浓度分别为：X1=FX0/(F-W1X2设各效的压强降相等，则总压差为 P=P0-P2=40-9=31KPa所以P1=P0P2=9KPa 由各效的二次蒸汽压强，从化工原理上册附录4和5，用内插法查得相应的二次蒸汽的温度和汽化热，并且前一

8、效的二次蒸汽就是后一效的加热蒸汽，故由二次蒸汽温度可知相应的加热蒸汽的温度并由附录查出汽化热，查表结果如下1效2效二次蒸汽压强P1P2=9KPa二次蒸汽温度=64=44二次蒸汽汽化热=2346kJ/kg=2387kJ/kg加热蒸汽温度=76=64加热蒸汽汽化热=2317 kJ/kg=2348 kJ/kg 查食品工程原理P326 11-1糖液不同浓度对应的常压沸点升高附录，已知X1=0.173，=0.46，可知对应的，对于第一效蒸发 =对于第二效蒸发0=则二效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失= 1+2 由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 ，某些蒸发器在操作时，器内溶液需维持一定的液位，因

9、而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失，而对于本设计，采用的是双效并流降膜式蒸发浓缩装置 ，不存在溶液静压强引起的温度差损失故 =0 =0由于管道流体阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流到次一效的加热室的过程中由于管道阻力使其压强降低蒸汽的饱和温度也相应降低由此引起的温度差损失即为。对于第一效蒸发，而由于第一效的加热蒸汽是直接通入的，故也不存在流体阻力产生压降所引起的温度差损失所以=0对于第二效，所以=1所以由于管路流动阻力引起的温度差损失=0+1=2溶液的沸点计算公式为： i=i+i

10、+iti=Ti+i各效蒸发器温度差损失计算如下： 1=1+2+32=2+2+2则得各效溶液的沸点分别为； t1=T1+1t2=T2+2=44+2=46加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算根据焓平衡原理，第i效的焓衡算公式为：Qi=Diri=(Fcpo-W1cpw-W2cpw-WI-1cpw)(ti-ti-1)+Wiri 在焓衡算式中需要计入溶液的浓缩热及蒸发器的热损失，要考虑热利用系数。对于果汁来说，稀释热效应并不明显，可取为0.98. 则第i效的蒸发量Wi的计算式为： Wi=iDiri/ri+( Fcpo-W1cpw-W2cpw-WI-1cpw)(ti-ti-1)/ri其中，ri/ri (

11、ti-ti-1)/ri= J/Kg·K第一效: 由于泡点进料：t0=t1 =············第二效： W1= W2=2W1r2/r2+( Fcpo-W1cpw)(t1-t2)/r2 =0.982346W11)(64.21-46)/2387111+500.6 ··············· 联立、式,解得:WW根

12、据热量衡算公式：Q=KSt，则得各效的传热面积计算式：Si=Qi/Kiti第一效： Q1=D1r1=6611.36*2317*103/3600=4.25*106W t1=T1-t1 S1=Q1/K1t1=4.25*106/(1100*11.79)=328m2 第二效： Q2=W1r1=6829.9*2346*103/3600=4.45*106W t2=T2-t2=T1-t2=64-46=18S2=Q2/K2t2=4.45*106/(850*18)=290m2误差为：1-Smin/Smax=1-290/328=0.116。误差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述计算步骤。重新分配各效的有效温

13、度差，得 t1=t1S1t2=t2S2因末效完成液浓度和二次蒸汽压强不变，各种温度差损失可视为恒定，即：=46. 第一效加热蒸汽温度保持不变，T1=76，新的T1=T2=t2+ 查表得对应=2348kJ/kg 所以 t1=T1-t1蒸发水量：第一效： 1 W1=1 D1r1/r1+Fcpo(t0-t1)由于泡点进料：t0=t1 所以 W11*1 ·············· 第二效： 2 W2=2W1r2/r2+( Fcpo-W1cpw)(t1-t2)/r

14、2 =0.982348W11)(63.32-46)/2348 11 1······················· 联立、式,解得:W=6824kg/hW=6872kg/h=6599kg/h该结果与第一次热量衡算所得结果：W1=6829.9 kg/h W2=6866.1 kg/h 相比较，其相对误差如下： 显然，相对误差均小于0.05，故计算所得各效蒸发量W结果合理

15、。其各效溶液浓度无明显变化，不必再算。第一效： Q1=D1r1=6599*2317*103/3600=4.25*106Wt1S1=Q1/K1t1=4.25*106/(1100*12.68)=305m2 第二效： Q2=W1r1=6824*2348*103/3600=4.45*106W t2S2=Q2/K2t2=4.45*106/(850*17.1)=306m2 误差为：1-Smin/Smax=1-305/306=0.00330.05。试差合理，取用平均面积： S=306 m2取15的安全系数，则S=352 m212冷凝器加热蒸汽温度()7644操作压强Pi/ (KPa)40239溶液沸点ti4

16、6完成液浓度(%)46蒸发水量Wi Kg/h68246872加热生蒸汽量 Kg/h65996824传热面积Si m2305306第四章 蒸发装置工艺尺寸计算确定蒸发器的加热管通常选用、无缝钢管。根据经验值，用于浓缩物料的管子一般选择3，6,9m，管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑，易结垢和易起泡沫溶液的蒸发易选用短管。根据经验我们选取：L=9m，,目前在换热器设计中,管心距的数值已经标准化,管子确定后,相应的管心距则为定值，由化工原理课程设计表4-4得 表4-4不同加热管尺寸的管心距加热管外径，mm19253857管心距t,mm25324870所以选

17、取，t=48mm的加热管可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n，）=330 根加热室的内径取决于加热管的规格、数目及在管板上的排列方式。加热管在管板上的排列方式为三角形排列。根据实际加热管数大于理论管数的要求，当理论管数n=330时，查换热器设计109页表2-16得该加热器的实际管数为n=367。加热器内径的计算式；Di=t(nc-1)+2b其中，管束中心线上管数nc=1.1n1/2=1.1*3671/2=21b=1.25 d0 =×则得内径 Di=t(nc-1)+2b=48(21-1)+2*45.6=1070mm查化工单元操作课程设计P92表4-5壳体的标准尺寸壳体外径/

18、mm40070080010001000150016002000最小壁厚/mm8101214 故壁厚取12mm 外径1070+24=1094mm，选用1100mm管数与排列情况如下图所示:分离室的直径取决于分离室的体积，而分离室体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关。分离室体积计算式：Vi=Wi/3600iUi根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽蒸发量，再从蒸发体积强度U的数值范围内选取一个值，就可由上式算出分离室的体积。一般来说，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室的体积也不会相同，通常末效体积最大。根据化工原理上册附表查得各效蒸汽密度分别为：13 23 蒸

19、发体积强度一般允许值为1.1-1.5 m3/( m3.s),在此取Ui3/( m3.s)。则各效的分离室体积如下： V1=W1/36001U1=6824/3600*0.14*1.5=9.0 m3 V2=W2/36002U2=6872/3600*0.063*1.5=20 .2m3为方便起见，各效分离室的尺寸取一致，分离室体积取其中较大者V= V2=20.2 m3。确定了分离室的体积，其高度与直径符合V=D2H/4关系，确定高度与直径应考虑以下原则：（1）分离室的高度与直径比H/D=1-2。分离室的直径不能太小，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。（2）在条件允许的情况下，分离室的直径应尽

20、量与加热室相同，这样可使结构简单，制造方便。（3）高度和直径都适合于施工现场的安装。体积与高度的关系式：V=D2H/4根据一般分离室的高度与直径比H/D=1-2，在此，取H/D=1.5。则得D=（8V/3）1/3=（8*20.2）/（3*3.1416） 1/3=2579mm，选用2580mmH=1.5D=1.5*2580=3870mm，选用3870mm在满足生产要求的前提下，考虑制造和安装的方便性，该分离器的壁厚选取与换热器的一致，即为14mm。接管尺寸的确定流体进出口接管的内径计算式：溶液进出口 各效设备尺寸一致，进出口直径相同。根据溶液流量最大的第一效溶液流量确定接管直径。溶液的适宜流速按

21、强制流动取值，根据化工单元操作课程设计93页表4-6流体的适宜流速 ，自然流动液体流速为0.080.15m/s，故取u1查11%的蔗糖溶液在63时密度=1030kg/ m3溶液体积流量Vs=F/36001则 加热蒸汽进出与二次蒸汽出口 设计各效结构尺寸一致，两进出口直径相同。由于末效体积流量最大，则根据末效体积流量来设蒸汽计进出口的直径。根据化工单元操作课程设计93页表4-6流体的适宜流速 ，u=80m/s蒸汽体积流速量Vs=/360023/s则 选用700mm。4.4.3 冷凝水出口 冷凝水排出属于液体自然流动，接管直径由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。根据工艺设计结果，各效加热蒸汽消耗量分别

22、为：D1=6599kg/h D2=W1=6824kg/h D3=W2=6872kg/h 显然，取最大者第三效D3=6872kg/h作计算，因为冷凝水是在饱和状态下排除，所以46下，根据化工原理上册附录查得当=994 kg/ m3冷凝水积流速量Vs=F/360013/s则 选用130mm。 按一般标准，圆形人孔选取孔径460mm 第五章、蒸发装置的辅助设备蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步的分离，但是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离，故气液分离器或除沫器。其类型很多，我们选择惯性式除沫器，起工作原理是利用带有液

23、滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：；：=1：1.5：2 H= 由前面算得=0.5*700=450mm所以 =700mm =1050mm =1400mm H=1400mm h=450mm选取 除雾器外管： 除雾器内管： 除雾器外罩壳： 蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。当二次蒸汽为有价值的产品需要回收或会严重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。当二次蒸汽为水蒸气不需要回收时，可采用直接接触式冷凝器。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换，其冷凝效果好，被广乏采用。本次设计采用多孔板式蒸汽冷凝器：冷却水量 可用化工单元操作课

24、程设计P98的多孔板式蒸汽冷凝器的性能曲线，由冷凝器进口蒸汽压力P=9KPa和冷却水进口温度t=20可查得1m³冷却水可冷却的蒸汽量为X=28kg,故 =/X=6872/28=246kg/h与实际数据相比，计算值偏低，故设计时取=（1.21.25）/X, 本设计取=1.25*246=308kg/h所以，冷凝水的出口管径为所以 取规格管由计算可知,进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径D 所以 参考化工原理课程设计中蒸汽冷凝器的设计，由于冷凝器的直径大于500mm，所以，淋水板数目为8块板，淋水板堰高h=60mm第六章 工艺汇总表图表一：效数12冷凝器加热蒸汽温度()67操作压强Pi/ (KPa)溶液沸点ti完成液浓度(%)48蒸发水量Wi Kg/h生蒸汽量D Kg/h传热面积Si m2 表二加热管数367分离室高度3870mm加热管直径溶液进口内径120mm加热管长9m蒸汽进口内径700mm加热室直径冷